蒸馏学习培训课件.ppt

1、1 1、初步掌握精馏原理和塔板数的计算、初步掌握精馏原理和塔板数的计算2 2、了解回流比对精馏操作的影响、了解回流比对精馏操作的影响3 3、了解精馏塔的基本结构和主要性能、了解精馏塔的基本结构和主要性能第六章 蒸 馏(distillation)distillation)基本要求重点精馏原理、塔板数的计算；回流比对精馏的影响精馏原理、塔板数的计算；回流比对精馏的影响连续精馏的基本原理和塔板数的计算连续精馏的基本原理和塔板数的计算1.1 概 述1蒸 馏传质（传质（mass transfermass transfer）过程：物质在相间的）过程：物质在相间的转移过程称为传质（分离）过程转移过程称为传质

2、（分离）过程化学工业中常见的传质过程：通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分挥发度不同的特性以实现分离的单元操作分挥发度不同的特性以实现分离的单元操作蒸馏、吸收、萃取、干燥蒸馏、吸收、萃取、干燥2蒸馏过程的分类1按蒸馏方式简单蒸馏简单蒸馏平衡蒸馏平衡蒸馏精馏精馏特殊精馏特殊精馏萃取精馏萃取精馏恒沸精馏恒沸精馏2按操作压强常压蒸馏常压蒸馏加压蒸馏加压蒸馏减压蒸馏减压蒸馏3按待分离混合物中组分的数目：双组分蒸馏双组分蒸馏多组分蒸馏多组分蒸馏4按操作流程：间歇蒸馏：小规模生产，非定态操作间歇蒸馏：小规模生产，非定态操作连续蒸馏：大规模，定态操作连续蒸馏：大

3、规模，定态操作本章讨论：常压下的两组分连续精馏本章讨论：常压下的两组分连续精馏vapor-liquid phase equilibrium1.2 1.2 两组分溶液的气液平衡两组分溶液的气液平衡1.2.1 双组分理想物系的气液平衡理想物系：溶液中不同组分的分子间作用力和相同组分的分子间作用力完全相等。液相为理想溶液、气相为理想气体的混合物物系液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律气相为理想气体，遵循道尔顿定律气相为理想气体，遵循道尔顿定律1）用饱和蒸气压表示气液平衡关系的表示法拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意拉乌尔定律：一定温度下，理想溶液上方气相中任意组分

4、的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与它组分的分压等于纯组分在该温度下的饱和蒸气压与它在溶液中的摩尔分数的乘积。在溶液中的摩尔分数的乘积。A:A:易挥发组分，沸点低组分易挥发组分，沸点低组分B:B:难挥发组分，沸点高组分难挥发组分，沸点高组分oAAApp xoo(1)BBBBApp xpx y:气相中易挥发组分的摩尔分数；气相中易挥发组分的摩尔分数；1-y:难挥发组分的摩尔分数难挥发组分的摩尔分数x:液相中易挥发组分的摩尔分数；液相中易挥发组分的摩尔分数；1-x:难挥发组分的摩尔分数难挥发组分的摩尔分数溶液沸腾时，总压等于各组分的蒸气压之和ABpppoAAApp xoo(1)BBBBApp

5、xpxoBooABAppxpp理想气体混合物服从道尔顿分压定律：理想气体混合物服从道尔顿分压定律：(1)BBAppypyoAAAp xpyoBBBp xpyAAppyoAAAp xypoBBBp xypoAAAp xypoBooABAppxppooABooABApppyp ppoooBABooooABAB,AApppppxyppp pp用饱和蒸气压表示的气液平衡关系用饱和蒸气压表示的气液平衡关系2）用相对挥发度表示某组分在气相中的平衡分压与该组分在液相中的摩尔分率之比某组分由液相挥发到气相中的趋势，是该组分挥发性大小的标志挥发度定义挥发度意义iiipvx双组分理想溶液 ooAAAAAAApp

6、xvpxxooBBBBBBBpp xvpxx相对挥发度定义溶液中易挥发组分挥发度与难挥发组分挥发度之比/AAABBBvpxvpx压强不高，气相遵循道尔顿分压定律BA/AAABBBpyxy xpyxy x理想溶液ooAABBvpvp/AABBABvyyvxx1(1)AAAxyx11BABAyyxx ；/(1)/(1)AAABAAvyyvxx1，表明，表明A比比B容易挥发，容易挥发，越大，挥发度越大，挥发度差别越大，越容易分离。差别越大，越容易分离。若若=1，y=x，说明气液相组成相同，不能，说明气液相组成相同，不能采用普通的精馏方法分离采用普通的精馏方法分离对挥发度的理解对挥发度的理解1(1)x

7、yx气液平衡方程1.2.2 两组分理想溶液的气液平衡相图两组分理想溶液的气液平衡相图苯苯(A)(A)和甲苯和甲苯(B)(B)的饱和蒸气压和温度关系如表，的饱和蒸气压和温度关系如表，试利用拉乌尔定律和相对挥发度分别计算苯试利用拉乌尔定律和相对挥发度分别计算苯-甲甲苯混合液在总压苯混合液在总压101.33kPa101.33kPa下的气液平衡数据下的气液平衡数据,温温度组成图度组成图t/80.184889296100104108110.8pAo/kPa101.3113.6130143.7160.6179.2199.3221.2233.0pBo/kPa39.344.460.667.666.774.68

8、3.393.9101.31 1）温度组成（）温度组成（t-x-yt-x-y）图）图解(1)利用拉乌尔定律计算气液平衡数据t/80.184889296100104108110.8x1.000 0.822 0.6390.6080.3760.2660.1660.0680.000y1.000 0.922 0.8190.7200.6960.4630.3060.1270.000(2)利用相对挥发度计算气液平衡数据oBooABAppxppoAAAp xyp求平均挥发度求平均挥发度t-y线，气相组线，气相组成与平衡温度之成与平衡温度之间的关系。饱和间的关系。饱和蒸气线，露点线蒸气线，露点线t-x线，液相组线，

9、液相组成与平衡温度之成与平衡温度之间的关系。饱和间的关系。饱和液相线，泡点线液相线，泡点线2）x-y 图（1）y x（2）平衡线）平衡线离对角线越远，离对角线越远，气液两相浓度气液两相浓度差越大，溶液差越大，溶液越 易 分 离越 易 分 离1.3.1 平衡蒸馏（闪蒸）1.3 1.3 平衡蒸馏和简单蒸馏平衡蒸馏和简单蒸馏操作过程：混合液经加热器升温，使温度高于分离器压强下液体的沸点，通过减压阀降压进入分离器，此时过热的液体混合物被部分汽化得到分离1物料衡算总物料：总物料：WDF易挥发组分：易挥发组分：FFxDyWxF，D，W-原料液、气相、液相产品摩尔流量原料液、气相、液相产品摩尔流量,kmol

10、/sxF，y，x-原料液、气相、液相产品的组成，摩尔分数原料液、气相、液相产品的组成，摩尔分数1FFFyxxDD,111FxWDqqqyxFFqq q：液化分率2热量衡算对加热器热量衡算对加热器热量衡算()pFQFc Tt原料液减压进入分离器，物料放出的显热等于部分汽原料液减压进入分离器，物料放出的显热等于部分汽化所需潜热化所需潜热e()(1)pF c Ttq F r原料液离开加热器的温度原料液离开加热器的温度(1)eprTtqc1.3.2 简单蒸馏（微分蒸馏）得不到大量高纯度的产品得不到大量高纯度的产品釜液与蒸气的组成都是随时间而变化的，是釜液与蒸气的组成都是随时间而变化的，是一种非稳态过程

11、一种非稳态过程只能进行初步分离，而且生产能力低，适合只能进行初步分离，而且生产能力低，适合于当组分挥发度相差较大的情况。于当组分挥发度相差较大的情况。特 点：蒸馏蒸馏-当生产上对产品的纯度要求不高，只需要当生产上对产品的纯度要求不高，只需要初步分离时采用的分离方法；初步分离时采用的分离方法；平衡、简单蒸馏是单级分离过程一次部分汽化混合物部分分离精馏是多级分离过程多次部分汽化和部分冷凝混合物几乎完全分离精馏精馏-当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥当产品的纯度要求高，特别是在混合物挥发度比较接近时采用的分离方法。发度比较接近时采用的分离方法。蒸馏与精馏的区别1.4 1.4 精馏原理和流程精馏原理

12、和流程1.4.1 精馏过程原理和条件液体混合物经多次部分气化后，在液相中获得高纯度的难挥发组分气体混合物经多次部分冷凝后，在气相中获得高纯度的易挥发组分321yyy321xxx1nxnx1nyny1nt1nt11nntt*11nnxx条件条件结果结果1nnxx1nnyy将原料液进入的层板称将原料液进入的层板称为加料板，加料板以上为加料板，加料板以上的塔段，作用是把上升的塔段，作用是把上升蒸气中易挥发组分进一蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；步提浓，称为精馏段；加料板以下的塔段（包加料板以下的塔段（包括加料板），其作用是括加料板），其作用是从下降液体中提取易挥从下降液体中提取易挥发组分，称

13、为提馏段发组分，称为提馏段1.4.2 精馏操作流程1.6.1 理论板的概念和恒摩尔流假定理论板：理论板：在其上气、液两相都充分混合，且传在其上气、液两相都充分混合，且传质及传热过程阻力均为零的理想化塔板，无论质及传热过程阻力均为零的理想化塔板，无论进入理论板的气、液两相组成如何，离开该板进入理论板的气、液两相组成如何，离开该板时气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，时气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡，组成互成平衡，组成关系可由平衡关系来确定组成关系可由平衡关系来确定1.6 1.6 两组分连续精馏的计算两组分连续精馏的计算1.恒摩尔气流精馏段精馏段123.constantV

14、VVV提馏段提馏段123.constantVVVV2.恒摩尔液流精馏段精馏段123.constantLLLL提馏段提馏段123.constantLLLL恒摩尔流：恒摩尔流：每层塔板的上升蒸气的摩尔流量恒每层塔板的上升蒸气的摩尔流量恒定定,下降液体的摩尔流量也恒定。下降液体的摩尔流量也恒定。在精馏塔的塔板上气液两相接触时，若有在精馏塔的塔板上气液两相接触时，若有n kmol/h的蒸气冷凝，相应有的蒸气冷凝，相应有n kmol/h液体气液体气化。化。1.全塔物料衡算总物料：总物料：WDF易挥发组分：易挥发组分：WDFWxDxFxF，D，W-原料液、馏出液、原料液、馏出液、釜残液摩尔流量釜残液摩尔流

15、量,kmol/s,kmol/sxF，xD，xW-易挥发组分的易挥发组分的摩尔分数摩尔分数1.6.2 1.6.2 物料衡算与操作线方程物料衡算与操作线方程塔顶易挥发组分的回收率：塔顶易挥发组分的回收率：DF100%DDxFx分离要求的表示方法分离要求的表示方法（1 1）规定易挥发组分在馏出液和釜残液的组成；）规定易挥发组分在馏出液和釜残液的组成；（2 2）规定馏出液组成）规定馏出液组成x xD D和塔顶易挥发组分回收率；和塔顶易挥发组分回收率；（3 3）规定馏出液组成）规定馏出液组成xD D和塔顶采出率和塔顶采出率D/FD/F（4 4）塔底难挥发组分的回收率）塔底难挥发组分的回收率WF(1)10

16、0%(1)WxFx在连续精馏塔中分离苯甲苯混合液。已知原在连续精馏塔中分离苯甲苯混合液。已知原料液流量为料液流量为10000kg/h,苯的组成为苯的组成为40（质（质量）。要求馏出液组成为量）。要求馏出液组成为97，釜残液组成为，釜残液组成为2。试求馏出液和釜残液的流量（。试求馏出液和釜残液的流量（kmol/h）及馏出液中易挥发组分的回收率？及馏出液中易挥发组分的回收率？苯的摩尔质量为苯的摩尔质量为78kg/kmol;78kg/kmol;甲苯的摩尔质量为甲苯的摩尔质量为92kg/kmol92kg/kmol2.精馏段操作线方程总物料总物料DLV易挥发组分易挥发组分Dn1nxDxLyVDn1nxV

17、DxVLyDn1nxDLDxDLLyDLR/回流比Dn1n111xRxRRyn 1nD/()/()/L DD DyxxLDDLDD物理意义：物理意义：n n板下降的液相组成与相邻的板下降的液相组成与相邻的n+1n+1板上升蒸气组成之间的关系板上升蒸气组成之间的关系由恒摩尔流的假定，由恒摩尔流的假定，L为定值，且连续定态为定值，且连续定态操作中操作中D和和xD也是定值，也是定值，R是常量是常量,直线方程直线方程3.提馏段操作线方程总物料：总物料：WVL易挥发组分：易挥发组分：m 1WmL xV yW xm1mWLWyxxVVm 1mWLWyxxLWLW根据恒摩尔流的假定，根据恒摩尔流的假定，L为

18、定值，且连续为定值，且连续定态操作中定态操作中W 和和xW也是定值，是直线方程也是定值，是直线方程物理意义：物理意义：m m板下降的液相组成与相邻的板下降的液相组成与相邻的m+1m+1板上升蒸气组成之间的关系板上升蒸气组成之间的关系在某两组分连续精馏塔中，精馏段内自第在某两组分连续精馏塔中，精馏段内自第n层层理论板下降的液相组成为理论板下降的液相组成为0.66（易挥发组分摩（易挥发组分摩尔分数），进入该板的气相组成为尔分数），进入该板的气相组成为0.76，塔内，塔内气液摩尔流量比气液摩尔流量比V/L=2，物系的相对挥发度为，物系的相对挥发度为2.6，试求，试求R、yn、xn-110.65,0.

19、75,2.5nnxy物料衡算：物料衡算：LVLVF热量衡算：热量衡算：FLVVLFILIV IVIL IVVLL;IIII一、进料热状况参数1.6.3 1.6.3 进料热状态的影响进料热状态的影响令：令：q饱和蒸气的焓原料液的焓饱和蒸气的焓饱和液体的焓VFVL IILLFIIVFVLIIqIIq:进料热状况参数(1)VVq FqFLLVFVL()()IILLLLqqFIIF精馏段和提馏段的气、液相流量与进料量及进精馏段和提馏段的气、液相流量与进料量及进料热状况参数之间的基本关系料热状况参数之间的基本关系LVLVFm 1mWLqFWyxxLqFWLqFW提馏段操作线方程提馏段操作线方程m1mWL

20、WyxxLWLW例题例题1-6二、进料热状况：(1)温度低于泡点的冷液体；温度低于泡点的冷液体；(2)泡点温度的饱和液体；泡点温度的饱和液体；(3)温度介于泡点和露点之间的气液混合物；温度介于泡点和露点之间的气液混合物；(4)露点温度的饱和蒸气；露点温度的饱和蒸气；(6)温度高于露点的过热蒸气。温度高于露点的过热蒸气。进料热状况影响进料热状况影响L、L及及V、V 之间的关系之间的关系;VVLLFL包括三部分包括三部分:L;F;因原料温度低于因原料温度低于加料板上气液温度，故原料加料板上气液温度，故原料进入加料板后将一部分从提进入加料板后将一部分从提馏段上升蒸气冷凝下来馏段上升蒸气冷凝下来（1）

21、冷液进料：）冷液进料：1q（2）饱和液体进料）饱和液体进料原料进入加料板后全部原料进入加料板后全部以原来液体的状况进入以原来液体的状况进入提馏段提馏段;VVLLF 1q 原料含有一部分液体（往原料含有一部分液体（往下流），一部分气体（上下流），一部分气体（上升）升）（3）气液混合物进料）气液混合物进料01 q;VVLLLF（4）饱和蒸气进料）饱和蒸气进料;VVFLL原料进入加料板后全部原料进入加料板后全部以原来气体的状况上升以原来气体的状况上升 0q ;VVFLL因原料温度高于加料板上因原料温度高于加料板上气液温度，故原料进入加气液温度，故原料进入加料板后势必将原塔内下降料板后势必将原塔内下降

22、的液体加热气化上升。的液体加热气化上升。（6）过热蒸气进料）过热蒸气进料0q 例例18分离例分离例16中的苯甲苯混合液，若进料为饱和液体，中的苯甲苯混合液，若进料为饱和液体，R=3.6,试求提馏段操作方程，截距和斜试求提馏段操作方程，截距和斜率率116.6/,0.023551.0/,65.6/WFkmol h xDkmol h Wkmol h例例19分离例分离例18中的苯甲苯混合液，若将进料热状态变为中的苯甲苯混合液，若将进料热状态变为20的冷液体，试求提馏段的上升蒸气流量和下降液体流量。的冷液体，试求提馏段的上升蒸气流量和下降液体流量。已知操作条件下苯的汽化热为已知操作条件下苯的汽化热为38

23、9kJ/kg，甲苯的汽化热为，甲苯的汽化热为360kJ/kg，原料液的平均比热容为，原料液的平均比热容为168kj/(kmol.)。苯甲苯混合液的气液平衡数据见。苯甲苯混合液的气液平衡数据见图。图。0.4 4,3.5,1 1 6.6/5 1.0/,6 5.6/FxRFkm o lhDkm o lh Wkm o lhVFVL()psFcttrIIqIIr0.4 49 3Fsxt原料液的平均气化热原料液的平均气化热0.44389780.563609231900/rkJkmol1 5 8/pck Jk m o l（）1.6.4 1.6.4 理论塔板数的求法理论塔板数的求法1.逐板计算法逐板计算法 精

24、馏段精馏段第一块（全凝）第一块（全凝）第一板上升的蒸气被全部第一板上升的蒸气被全部冷凝并在泡点下回流，故冷凝并在泡点下回流，故塔顶馏出液组成及回流液塔顶馏出液组成及回流液组成与第一层板的上升蒸组成与第一层板的上升蒸气相同气相同1Dyx第二块第二块21D2111RyxxyRR.离开每层理论板的气液相平衡离开每层理论板的气液相平衡1111111(1)(1)xyyxxy第第n块块Fnxx加料板属于提馏段，故精馏段所需塔板数为加料板属于提馏段，故精馏段所需塔板数为(n-1).再沸器相当一块理论板再沸器相当一块理论板,提馏段所需板数提馏段所需板数(m-1)提馏段：提馏段：1nxx21WLqFWyxxLq

25、FWLqFW222(1)yxyWmxx 精馏塔所需的总理论板数精馏塔所需的总理论板数2nm2.梯级图解法梯级图解法2.1 在x-y坐标图上作出平衡曲线和对角线2.2 在x-y坐标图上作出操作线(1)精馏段操作线的作法D11xRyxRRyxDDxxyxD1xR 截距精馏段精馏段操作线操作线D1xR斜率=精馏段精馏段操作线操作线(2)提馏段操作线的作法WLqFWyxxLqFWLqFWyxWWxxyx(3)q 线方程精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程DW (a)(b)VyLxDxV yL xWx(a)(b)(1);VVq FLLqFWD()()()VV

26、yLL xWxDx11Fqxxqqy画q线方程11FqxxqqyyxFFxxyxq 线方程，进料方程过过e点作斜率为点作斜率为q/(q-1)的直线的直线ef，即为，即为q线线ef(4)进料热状况对q线及操作线的影响进料热状况进料热状况q值值q线的斜率线的斜率q/(q-1)冷液体1+饱和液体1气、液混合物 0q1-饱和蒸气00过热蒸气0+q线在线在x-y图上的位置图上的位置2.3 图解方法图解法求理论板数图解法求理论板数2.4 适宜的进料位置进料位置不当，将使理论板数增多。实际操作进料位置不当，将使理论板数增多。实际操作中，进料位置过高，馏出液中难挥发组分含量中，进料位置过高，馏出液中难挥发组分

27、含量增高；反之进料位置过低，使釜残液中易挥发增高；反之进料位置过低，使釜残液中易挥发组分含量增高组分含量增高离开该板的液相组成离开该板的液相组成xxd，如上图中的，如上图中的4块塔板块塔板为最优加料位置为最优加料位置最优加料板位置的确定：最优加料板位置的确定：例例110在常压连续精馏塔中，分离苯甲苯混合液。在常压连续精馏塔中，分离苯甲苯混合液。已知原料液流量为已知原料液流量为116.6kmol/h,苯的组成为苯的组成为0.44（摩尔分数）。要求馏出液组成为（摩尔分数）。要求馏出液组成为0.976，釜残液组成为釜残液组成为0.0236，回流比为，回流比为3.6，相对挥，相对挥发度为发度为2.47

28、,塔顶采用全凝器，泡点下回流。塔顶采用全凝器，泡点下回流。塔釜采用间接蒸汽加热，试用逐板计算法求塔釜采用间接蒸汽加热，试用逐板计算法求理论板数。理论板数。例例111在常压连续精馏塔中分离苯甲苯混合液，试在常压连续精馏塔中分离苯甲苯混合液，试用图解法求理论板数用图解法求理论板数（1 1）在直角坐标上利用平衡方程绘制平衡曲线及对角线；）在直角坐标上利用平衡方程绘制平衡曲线及对角线；（2 2）在对角线上定点）在对角线上定点a a（0.976,0.9760.976,0.976），在），在y y轴上截距为：轴上截距为：0.9750.21613.5 1DxR在在y y轴上定出点轴上定出点b b，连接，连接

29、abab即为精馏段方程即为精馏段方程（3 3）在对角线上定点）在对角线上定点e e（0.44,0.440.44,0.44）,过点过点e e作斜率为作斜率为3.763.76的直的直线线ef，即为，即为q q线。与精馏段操作线相交于点线。与精馏段操作线相交于点d（4 4）在对角线上定点）在对角线上定点c c（0.0236,0.02360.0236,0.0236），连接），连接cdcd，该直线即为提馏段操作线该直线即为提馏段操作线自点自点a开始在平衡线和精馏段操作线间由水平线和垂开始在平衡线和精馏段操作线间由水平线和垂直线所构成的梯级，当梯级跨过点直线所构成的梯级，当梯级跨过点d d后更换操作线，后

30、更换操作线，即在平衡线和提馏段操作线间画梯级，直到梯级达到即在平衡线和提馏段操作线间画梯级，直到梯级达到或跨过点或跨过点c c为止为止1.6.6 1.6.6 回流比的影响及其选择回流比的影响及其选择回流比有两个极限值，上限是全回流（塔顶上回流比有两个极限值，上限是全回流（塔顶上升蒸气经冷凝后全部回流至塔内），下限为最升蒸气经冷凝后全部回流至塔内），下限为最小回流比小回流比回流比：回流比：0LLRD 0,0,0DFW1.全回流和最少理论板层数全回流和最少理论板层数全回流时，操作线距平衡线最远，表示塔内气全回流时，操作线距平衡线最远，表示塔内气液两相间的传质推动力最大，因此达到给定分液两相间的传质

31、推动力最大，因此达到给定分离任务所需理论板数最少，离任务所需理论板数最少，最少理论板数最少理论板数Nmin精馏段操作线与对角线重合精馏段操作线与对角线重合1,011DxRRR操作线方程：操作线方程：提馏段操作线与对角线重合提馏段操作线与对角线重合nnxy1理论板数：理论板数：min1log11logWDDWmxxxxN芬斯克方程芬斯克方程全塔平均相对挥发度，可取塔全塔平均相对挥发度，可取塔顶和塔底的平均值顶和塔底的平均值全回流时最小理论板层数（不包括再沸器）全回流时最小理论板层数（不包括再沸器）最小理论塔板数的图解法最小理论塔板数的图解法当回流比减少到某一极限值时，两条操作线的当回流比减少到某

32、一极限值时，两条操作线的交点交点d 落在相平衡线上，此时梯级无法跨过落在相平衡线上，此时梯级无法跨过d，所需的理论塔板数为无穷大，这时的回流比称所需的理论塔板数为无穷大，这时的回流比称为最小回流比为最小回流比Rmin.最小回流比最小回流比当回流比小于当回流比小于Rmin,操作线和操作线和q 线的交点落在平线的交点落在平衡线外，精馏操作无法完成衡线外，精馏操作无法完成DminminD1qqxyRRxx最小回流比的求法最小回流比的求法（1）作图法）作图法qqq1(1)xyx（2）解析法）解析法DminminD1qqxyRRxxmin1111DDqFxxRxx饱和液体进料饱和液体进料min1111D

33、DqFFFxxxxRxx饱和蒸气进料饱和蒸气进料min11111DDqFFFxxyyRyymin(1.1 2)RR最适宜3.3.最适宜回流比的选择最适宜回流比的选择?实际回流比视具体情况选定实际回流比视具体情况选定?一般原则：一般原则：1.6.6 1.6.6 简捷法求理论板层数简捷法求理论板层数min2NNNmin1RRR1吉利兰（吉利兰（Gilliland）图）图R、Rmin、N、Nmin的关联图的关联图吉利兰图应用条件吉利兰图应用条件:组分数：组分数：211；进料热状况：；进料热状况：6Rmin=0.637.0；相对挥发度：；相对挥发度：1.264.06理论板层数：理论板层数：2.443.

34、1李德（李德（Liddle）回归方程）回归方程0.5458270.5914220.002743/YXXminmin,12RRNNXYRN0.010.9X适用条件：适用条件：2简捷法求理论板层数的步骤简捷法求理论板层数的步骤计算计算Rmin，选择选择Rmin1111DDqFxxRxxmin1111DDqFFFxxxxRxxmin11111DDqFFFxxyyRyy确定进料板位置确定进料板位置计算计算Nminmin1log11logWDDWmxxxxN计算横坐标（计算横坐标（R-Rmin）/（R+1）纵坐标纵坐标（N-Nmin）/（N+2）算出理论板层数算出理论板层数例题例题1-81.6.8 1.

35、6.8 塔高和塔径的计算塔高和塔径的计算1塔高的计算塔高的计算1）板式塔有效高度的计算）板式塔有效高度的计算1pTZNH实际板层数实际板层数板间距板间距有效高度，不包括塔釜和塔顶空间高度有效高度，不包括塔釜和塔顶空间高度2）塔板效率）塔板效率反映实际塔板的气、液两相传质的完善程度反映实际塔板的气、液两相传质的完善程度（1）总板效率（全塔效率）：达到指定分离）总板效率（全塔效率）：达到指定分离效果所需理论板层数与实际板层数的比值效果所需理论板层数与实际板层数的比值TTpNEN理论板层数理论板层数实际板层数实际板层数影响塔板效率的因素影响塔板效率的因素（1 1）物系性质）物系性质（2 2）塔板结构

36、）塔板结构（3 3）操作条件）操作条件塔板效率估算方法塔板效率估算方法（2）经验计算法：奥康奈尔（）经验计算法：奥康奈尔（Oconnell）（1）全面考虑传质和流体力学因素的影响，）全面考虑传质和流体力学因素的影响，从点效率计算出发，逐步推算出板效率从点效率计算出发，逐步推算出板效率0.2450.49TLE塔顶与塔底平均温度塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度塔顶与塔底平均温度下的液相黏度下的液相黏度（2）单板效率（默弗里）单板效率（默弗里Murphree板效率）：板效率）：指气相或液相经过一层塔板前后的实际组成指气相或液相经过一层塔板前后的实际组成变化与经过该层塔

37、板前后理论变化的比值变化与经过该层塔板前后理论变化的比值按气相组成变化表示的单板效率按气相组成变化表示的单板效率按液相组成变化表示的单板效率按液相组成变化表示的单板效率1*1nnMVnnyyEyy1*1nnMLnnxxExx1nxnxny1ny（3）点效率（）点效率（Eo）：指塔板上各点局部效率）：指塔板上各点局部效率11n*nOVyyyyE气相点效率气相点效率2塔径的计算塔径的计算uDVs24uVDs41）精馏段）精馏段Vs 的计算的计算VmsVMV3600若精馏操作压强较低时，气相可视为理想气体混合物若精馏操作压强较低时，气相可视为理想气体混合物pTTpV.Vs0036004222）提馏段

38、）提馏段Vs 的计算的计算3600msVV MV0022.43600sTpVVT p1.6.9 1.6.9 连续精馏装置的热量恒算和节能连续精馏装置的热量恒算和节能1.冷凝器冷凝器)DILI(VIQLDLDVDCD)R(DLV1(1)()CVDLDQRD II冷却介质消耗量冷却介质消耗量)tt(cQWpcCC12加热介质消耗量加热介质消耗量2.再沸器再沸器LLmLWVWBQILWIIVQW LVIILmLW ;()BVWLWLQV IIQ21BBBhIIQW3.精馏过程的节能精馏过程的节能1 1）选择经济合理的回流比，首要因素）选择经济合理的回流比，首要因素2 2）回收精馏装置的余热）回收精馏

39、装置的余热3 3）对精馏过程进行优化控制）对精馏过程进行优化控制1.6.10 1.6.10 精馏塔的操作和调节精馏塔的操作和调节1.影响精馏操作的主要因素影响精馏操作的主要因素保持精馏操作的条件：保持精馏操作的条件：1 1）塔压稳定；）塔压稳定；2 2）进、出塔系统的物料量平）进、出塔系统的物料量平衡和稳定；衡和稳定；3 3）进料组成和热状态稳定；）进料组成和热状态稳定；4 4）回流比恒定；回流比恒定；6 6）再沸器和冷凝器的传热条件）再沸器和冷凝器的传热条件稳定；稳定；6 6）塔系统与环境间散热稳定）塔系统与环境间散热稳定2.精馏塔的产品质量控制和调节精馏塔的产品质量控制和调节精馏产品质量是指馏出液及釜残液组成达到规定值精馏产品质量是指馏出液及釜残液组成达到规定值温度温度塔高塔高底底高高测 量 和 控测 量 和 控制 灵 敏 板制 灵 敏 板的 温 度 来的 温 度 来保 证 产 品保 证 产 品的质量的质量3.精馏过程的操作型计算精馏过程的操作型计算对特定塔设备在指定条件下预计精馏操作的结果对特定塔设备在指定条件下预计精馏操作的结果例题例题1-13